苯与氯苯分离化工原理课程设计Word下载.docx

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质量指标：

氯苯纯度不低于99．8%，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%,原料液中含氯苯45％。

（以上均为质量分数）

产品用途：

作为有机合成的重要原料

2．设计方案简介

（1）精馏方式：

本设计采用连续精馏方式。

原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。

其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。

由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。

ﻫ（２）操作压力：

本设计选择常压，常压操作对设备要求低,操作费用低,适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。

（3）塔板形式:

F１型浮阀塔板,浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低；

塔板开口率大,生产能力大;

由于阀片可随气量的变化自由升降,故操作弹性大；

因上升气流水平吹入液层,气液接触时间较长，故塔板效率较高。

（4）加料方式和加料热状态:

设计采用泡点进料,将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

ﻫ（５）由于蒸汽质量不易保证,采用间接蒸汽加热。

ﻫ（6）　再沸器,冷凝器等附属设备的安排：

塔底设置再沸器,塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

ﻫ3工艺流程草图及说明

首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐,在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后,原料从进料口进入到精馏塔中。

因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物,这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升,而液相混合物在精馏塔中下降。

气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。

液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中,一部分进入再沸器,在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。

塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。

最终,完成苯与氯苯的分离。

（二）精馏塔的物料衡算

1．原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量MA=78.1１　

氯苯的摩尔质量MB　=１12．56

2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

３.物料衡算

氯苯产量　　　　　

总物料衡算　　　　

苯物料衡算　　

联立解得　　　

（三）塔板数的确定

１.理论塔板数的求取

根据苯-氯苯的相平衡数据,利用泡点方程和露点方程求取

①由手册查得苯-氯苯的饱和蒸汽压数据,列于下表　　　　　　　　　　　　　　　　　　　　　　

苯-氯苯气液平衡数据

温度／℃

苯

氯苯

x

ｙ

α

8０

760

1４8

1.000

１.000

90

1025

2０5

0.677

０.913

5.000　

100

１3５0

2９3

0.４４2

０.785　

4.608

110

１76０

4０0

0.26５

０.6１3

4.４0０　

120

22５0

５4３

０.127

0.37６　

4.１44

．019

0.０72

3.95０　

131.8

2９00

0.０00

0．000

本题中,塔内压力接近常压（实际上略高于常压）,而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小,所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。

②求最小回流比、操作回流比及最小理论塔板层数

将1.表中数据作图得曲线（如图1）及曲线（如图2）。

在图上，因，查得，而,。

故有：

考虑到精馏段操作线离平衡线较近,故取实际操作的回流比为最小回流比的1．85倍,即：

③求精馏塔气、液相负荷

　L=RD＝０.６５8５×

56.2５=３７.04kｍol/h

V=（R＋1）D=（0．65８5+１）　×

５６.25＝9３．２9kmol/h

　　Ｌ’=L+F=37.0４+87.10=124．14kmｏl／h

　V’=Ｖ=9３.２9ｋmol/ｈ

④求操作线方程

精馏段操作线:

提馏段操作线为过和两点的直线。

⑤图解法求理论塔板数　

如图１所示，求解结果为

总理论板层数　　NＴ=11.0（包括再沸器）

　进料板位置NＦ=4

图1图解法求理论板层数

图2苯-氯苯物系温度组成图

2．实际塔板数的求取

（１）全塔效率

　　塔的平均温度

　　平均温度下的气液组成　　　

　苯与氯苯的粘度分别为　

　　　平均粘度为

　　塔板效率为

（2）实际板层数的求取

　　N精=3／０.5５3=5.4２≈6

　　N提＝8/0.553=14．47≈15

　Np=6+15=21

（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

１、操作压力的计算

塔顶操作压力　pD=101.０８＋4＝１０５.０８kpa

　每层塔板压降Δｐ=0.7kpａ

进料板压力　pＦ=1０５.０8+0.7×

6=10９．28kpａ

塔底压力　　　　pW＝105．08+0.７×

２1=１19.78kpa

　精馏段平均压力　ｐm=１/2×

（105.08+1０9．28）=1０7.1８kpa

提馏段平均压力　ｐm‘＝１／2×

（１０9．28＋11９.７8）=1１４.5３kpａ

2、操作温度计算

　由t-x-y图得,塔顶温度ｔD=８3.5℃,进料板温度tＦ=91.７℃，塔底温度tW=131．１℃。

精馏段平均温度tm=1／2×

（83.9+9１.7）=８7.6℃，提馏段平均温度tm‘=１/2×

（131.１+９１.７）=1１１.4℃。

3、平均摩尔质量的计算

塔顶xD=y1=0.986０,查图１得x1=０.９35３。

同理，加料板xF=0.61８８,ｙＦ=０.８818;

塔底xW=0.0017，yＷ=0.0067。

MVDm＝0.９860×

78.１1+（1-０.９860）×

11２.56＝78．59kg/ｋmol

　MLDm=0．９353×

78．11+（1－０．93５３）　×

112.56=７9.６5kg/kmｏl

ＭＶFm＝０.8818×

78.11+（1－0.8818）　×

112.56=8２．18kg/ｋmoｌ

MLFｍ＝0.61８8×

78．11+（1－0.6１88）　×

1１２.56=91.24ｋg/kmol

MVＷm=０.０067×

78.11＋（1－０.００６7）　×

112.56=11２.３3kg/ｋｍol

MLＷｍ＝0.00１7×

7８.11+（１-0.0０1７）×

112．56=１12.50kg/kｍol

精馏段平均摩尔质量

MＶm=1／2×

（7８.59+82.18）=80．3９ｋg／kmoｌ

MLm=１/２×

（79.65+９１.24）=８５.４５kg/kmol

提馏段平均摩尔质量

M‘Vm=1/2×

（82.18＋112.3３）=97.26kg/kmol

Ｍ‘Lm=1／２×

（91.２4+112.５０）=101.87kｇ/kmoｌ

4、平均密度的计算

（1）气相平均密度

（2）液相平均密度

液相平均密度依下式计算，即（ａ为质量分率）

　塔顶温度tＤ=83.5℃，此温度下ρA=８12．41kg/ｍ3，ρＢ=1033.79kg/m３

所以ρＬDm＝８１５.9０ｋg／ｍ３。

进料板温度ｔF=91．7℃,此温度下ρA=80３.62kg／m3，　ρB=1025.56kg／m3

所以ρFDm＝８９4.61ｋg/m3。

塔底温度tW=１3１.1℃,此温度下ρA=755.91kg/ｍ3,ρB=980.9０kg/m3

所以ρLＷm=98０．０6kg/m３。

　所以　ρＬm=1／2×

（８1５.90+8９4．61）=855.2６　kg/m３

ρ’Lｍ＝1/２×

（980.0６＋89４．６1）=937．34kg/m3

5、液体的表面张力

塔顶温度tD=83.5℃,此温度下σA=20．7dyｎ/cｍ,　σB=2５.8dyｎ／cm

σＬDｍ=0.986０×

20．7＋（1－0.98６0）×

２5.8=20.8　dyn／cm。

进料板温度tF=91.7℃，此温度下σＡ=１９.８dyｎ/ｃm,σB＝24．９dyｎ/cm

σLFm=０.6１8８×

１9．8+（1-0．6188）×

24.9=2１.７dyｎ/ｃm。

塔底温度tW=131.５℃,此温度下σA=15．3dyｎ／cm，σＢ＝20.4dyｎ/cｍ

σＬＷm=０．0０２9×

15．1+（1-0．00２9）×

20.4=20.3dyn/ｃm。

所以　σＬm＝1/２×

（２0.8+21.７）=２1．3dyn/cm

　　　　σ’Ｌm=1/2×

（２0．4+2１.7）=２1．1dyｎ/ｃm

6、液体平均黏度的计算

塔顶温度ｔＤ=8３.５℃,此温度下μA=0．29７ｍｐａ·

s,μB=0.3０1mｐa·

ｓ

解得μLDm=0.２97mpa·

s。

进料板温度tＦ＝9１.７℃,此温度下μA＝0.275mpa·

s,μB=0.282mpａ·

s

，解得μＬFm=０.28０mpa·

ｓ。

塔底温度tW=131.1℃,此温度下μＡ=0.１97mpa·

s,μB=0．2０2mpa·

，解得μLDｍ＝0．2０2mpa·

所以　μLｍ=1/2×

（０.2９７+0．280）＝0．２89mpａ·

　　μ’Lm=1/2×

（０．202＋０．2８0）=0．2４1　ｍpa·

（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算

1、塔径的计算

（1）精馏段的气、液相体积流率分别为

取板间距HT=0.4０m，板上液层高度ｈL=0.06ｍ。

故HT-hL=0.４０-0．0６=0.３4m。

查文献[1］中图5－1得，C２0=0.0７3。

取安全系数0.８,则空塔气速u=０.8uｍａx=０.８×

1.2６9＝1.０15m/s。

，圆整后取D=1.0m。

塔截面积为　

实际空塔气速u=0.７21／０．7８５＝0.９１8m/s。

（2）提馏段的气、液相体积流率分别为

取板间距HＴ＝0.４0ｍ,板上液层高度hL=0.0６ｍ。

故ＨT－hL=0.40-０.06=０．３４m。

查文献[1］中图５－1得,C２0=0.068。

取安全系数0.8